CA2364354C - Procede et installation pour la recuperation et la purification de l'ethylene produit par pyrolyse d'hydrocarbures, et gaz obtenus par ce procede - Google Patents
Procede et installation pour la recuperation et la purification de l'ethylene produit par pyrolyse d'hydrocarbures, et gaz obtenus par ce procede Download PDFInfo
- Publication number
- CA2364354C CA2364354C CA2364354A CA2364354A CA2364354C CA 2364354 C CA2364354 C CA 2364354C CA 2364354 A CA2364354 A CA 2364354A CA 2364354 A CA2364354 A CA 2364354A CA 2364354 C CA2364354 C CA 2364354C
- Authority
- CA
- Canada
- Prior art keywords
- enriched
- ethylene
- acetylene
- hydrogen
- gas
- Prior art date
- Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
- Expired - Lifetime
Links
Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
- C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
- C10G70/00—Working-up undefined normally gaseous mixtures obtained by processes covered by groups C10G9/00, C10G11/00, C10G15/00, C10G47/00, C10G51/00
- C10G70/04—Working-up undefined normally gaseous mixtures obtained by processes covered by groups C10G9/00, C10G11/00, C10G15/00, C10G47/00, C10G51/00 by physical processes
- C10G70/043—Working-up undefined normally gaseous mixtures obtained by processes covered by groups C10G9/00, C10G11/00, C10G15/00, C10G47/00, C10G51/00 by physical processes by fractional condensation
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
- F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
- F25J3/0204—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the feed stream
- F25J3/0219—Refinery gas, cracking gas, coke oven gas, gaseous mixtures containing aliphatic unsaturated CnHm or gaseous mixtures of undefined nature
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
- F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
- F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
- F25J3/0238—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 2 carbon atoms or more
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
- F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
- F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
- F25J3/0242—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 3 carbon atoms or more
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
- F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
- F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
- F25J3/0252—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of hydrogen
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
- F25J2200/04—Processes or apparatus using separation by rectification in a dual pressure main column system
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
- F25J2205/02—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum
- F25J2205/04—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum in the feed line, i.e. upstream of the fractionation step
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
- F25J2205/30—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using a washing, e.g. "scrubbing" or bubble column for purification purposes
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
- F25J2205/60—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using adsorption on solid adsorbents, e.g. by temperature-swing adsorption [TSA] at the hot or cold end
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
- F25J2205/82—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using a reactor with combustion or catalytic reaction
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2210/00—Processes characterised by the type or other details of the feed stream
- F25J2210/12—Refinery or petrochemical off-gas
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2215/00—Processes characterised by the type or other details of the product stream
- F25J2215/62—Ethane or ethylene
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2245/00—Processes or apparatus involving steps for recycling of process streams
- F25J2245/02—Recycle of a stream in general, e.g. a by-pass stream
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2270/00—Refrigeration techniques used
- F25J2270/04—Internal refrigeration with work-producing gas expansion loop
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2270/00—Refrigeration techniques used
- F25J2270/60—Closed external refrigeration cycle with single component refrigerant [SCR], e.g. C1-, C2- or C3-hydrocarbons
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2270/00—Refrigeration techniques used
- F25J2270/90—External refrigeration, e.g. conventional closed-loop mechanical refrigeration unit using Freon or NH3, unspecified external refrigeration
-
- Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
- Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
- Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
- Y02P30/00—Technologies relating to oil refining and petrochemical industry
- Y02P30/40—Ethylene production
Abstract
Procédé pour la récupération à grand rendement de l'éthylène et des hydrocarbures plus lourds à partir de gaz produit par pyrolyse des hydrocarbures (1) dans lequel les produits liquides (12-15, 23) résultant de la condensation fractionnée du gaz de craquage (1) pour la récupération de presque tout l'éthylène, alimentent une colonne de distillation (C1), dite dééthaniseur à différents niveaux intermédiaires, au sommet de laquelle, la vapeur (31) du distillat de colonne est traitée directement dans un réacteur d'hydrogénation d'acétylène (R1), l'effluent ne contenant presque plus d'acétylène étant séparé par une colonne de distillation (C2) dite déméthaniseur, en un produit de queue (43) enrichi en éthylène et éthane tandis que le produit de tête (44) est recyclé par compression ou traité pour une récupération ultérieure de l'éthylène.
Description
.._ La présente invention concerne de façon générale et selon-urr°premier de ses aspects, l'industrie chimique et en particulier une méthode de récupération à haut rendement et de purification de l'éthylène ainsi que d'autres produits issus d'un gaz produit par pyrolyse d'hydrocarbures. Cette invention concerne également une installation et des équipements destinés à mettre en oeuvre cette méthode à une échelle industrielle.
Un grand nombre d'ouvrages et de brevets traitant de la production, de la récupération et de la purification des oléfines montre leur importance industrielle et les problèmes rencontrés au cours de la mise en oeuvre des différents procédês.' Récemment, la capacité de production des unités d'éthylène, a atteint et même dépassé le chiffre de 1 million de tonnes par an, pour une seule ligne, ce qui nécessite une nouvelle approche de la conception du procédé, des équipements et de la contrôlabilité de l'unité.
Dans les systèmes de récupération et de purification, spécialement pour l'éthylène, l'élimination de l'acétylène constitue un élément clé de la purification. En raison de sa volatilité relative par rapport à l'éthylène et à l'éthane, il ne peut pas être séparé par distillation. Dans la pratique industrielle, il n'y a que deux procédés appliqués . l'absorption de l'acétylène par un solvant et l'hydrogénation en éthylène et en éthane.
La première méthode met en jeu un solvant qui est habituellement du N,N-diméthylformamide (DMF) ou de la N-méthylpyrolidone (NMP), ce qui permet de récupérer préférentiellement l'acétylène sous forme dissoute.
La deuxième méthode, qui correspond à une hydrogénation catalytique, est généralement réalisée soit par un traitement de la totalité du gaz issu du craquage avant séparation de l'hydrogène contenu dans celui-ci, soit par un traitement séparé des coupes contenant des
Un grand nombre d'ouvrages et de brevets traitant de la production, de la récupération et de la purification des oléfines montre leur importance industrielle et les problèmes rencontrés au cours de la mise en oeuvre des différents procédês.' Récemment, la capacité de production des unités d'éthylène, a atteint et même dépassé le chiffre de 1 million de tonnes par an, pour une seule ligne, ce qui nécessite une nouvelle approche de la conception du procédé, des équipements et de la contrôlabilité de l'unité.
Dans les systèmes de récupération et de purification, spécialement pour l'éthylène, l'élimination de l'acétylène constitue un élément clé de la purification. En raison de sa volatilité relative par rapport à l'éthylène et à l'éthane, il ne peut pas être séparé par distillation. Dans la pratique industrielle, il n'y a que deux procédés appliqués . l'absorption de l'acétylène par un solvant et l'hydrogénation en éthylène et en éthane.
La première méthode met en jeu un solvant qui est habituellement du N,N-diméthylformamide (DMF) ou de la N-méthylpyrolidone (NMP), ce qui permet de récupérer préférentiellement l'acétylène sous forme dissoute.
La deuxième méthode, qui correspond à une hydrogénation catalytique, est généralement réalisée soit par un traitement de la totalité du gaz issu du craquage avant séparation de l'hydrogène contenu dans celui-ci, soit par un traitement séparé des coupes contenant des
2 hydrocarbures en C2 après un ajout d'hydrogène suffisamment pur pour transformer tout l'acétylène en éthylène et en éthane. Ces deux types d'hydrogénation utilisent des catalyseurs à base de palladium ayant différentes formulations.
L'étape d'hydrogénation de l'acétylène a également été le sujet de très nombreux ouvrages et inventions traitant du système de catalyseur et des formulations du catalyseur et exposant les inconvénients spécifiques liés à chacune des technologies d'hydrogénation:
Ainsi, dans le cas du traitement de la totalité du gaz de craquage issu de la pyrolyse d'hydrocarbures dans un réacteur d'hydragénation, il peut se produire une réaction d'emballement correspondant à une accélération de la cinétique de la réaction de transformation de l'acétylène en éthylène (et aussi de réactions secondaires indésirables) en raison d'une augmentation importante de la température du catalyseur conjointement à la présence d'un grand excès d'hydrogène (50 à 100 fois la quantité requise par la st~chiométrie). L'éthylène peut alors se transformer en éthane et provoquer ainsi une forte augmentation de la température qui oblige à
dépressuriser immédiatement le réacteur pour éviter une explosion.
Dans le cas du traitement de la coupe CZ seule, il peut se produire une polymérisation de l'acétylène et une désactivation progressive du catalyseur, en raison de la grande concentration en hydrocarbures insaturés de la coupe à traiter, ce qui exige de procéder à une régénération ou a un remplacement périodique de la charge du catalyseur. Généralement, on installe un réacteur de réserve afin de ne pas interrompre la production. De plus, il faut utiliser un courant d'hydrogène purifié
pour la réaction et ces deux aspects tendent à augmenter les investissements pour les équipements de réserve ou les équipements servant uniquement à l'objectif décrit.
L'étape d'hydrogénation de l'acétylène a également été le sujet de très nombreux ouvrages et inventions traitant du système de catalyseur et des formulations du catalyseur et exposant les inconvénients spécifiques liés à chacune des technologies d'hydrogénation:
Ainsi, dans le cas du traitement de la totalité du gaz de craquage issu de la pyrolyse d'hydrocarbures dans un réacteur d'hydragénation, il peut se produire une réaction d'emballement correspondant à une accélération de la cinétique de la réaction de transformation de l'acétylène en éthylène (et aussi de réactions secondaires indésirables) en raison d'une augmentation importante de la température du catalyseur conjointement à la présence d'un grand excès d'hydrogène (50 à 100 fois la quantité requise par la st~chiométrie). L'éthylène peut alors se transformer en éthane et provoquer ainsi une forte augmentation de la température qui oblige à
dépressuriser immédiatement le réacteur pour éviter une explosion.
Dans le cas du traitement de la coupe CZ seule, il peut se produire une polymérisation de l'acétylène et une désactivation progressive du catalyseur, en raison de la grande concentration en hydrocarbures insaturés de la coupe à traiter, ce qui exige de procéder à une régénération ou a un remplacement périodique de la charge du catalyseur. Généralement, on installe un réacteur de réserve afin de ne pas interrompre la production. De plus, il faut utiliser un courant d'hydrogène purifié
pour la réaction et ces deux aspects tendent à augmenter les investissements pour les équipements de réserve ou les équipements servant uniquement à l'objectif décrit.
3 .,_ La présente invention pallie les inconvénients respéctzf s des techniques antérieures connues, par la purification de la fraction riche en éthylène à une étape intermédiaire du procédé.
Ainsi, l'invention concerne, selon un des ses aspects, un procédé de fractionnement d'un gaz sensiblement anhydre issu de la pyrolyse d'hydrocarbures contenant de l'hydrogène et des hydrocarbures, notamment des hydrocarbures de C1 à C3, incluant de l'éthylène, du propylène et de l'acétylène, en au moins un courant enrichi en hydrogène et/ou méthane, au moins un courant enrichi en éthylène et appauvri en acétylène et au moins un courant enrichi'en propylène, comprenant des étapes où:
a) on refroidit et on liquéfie progressivement le gaz issu de la pyrolyse d'hydrocarbures sous pression par passage dans une série de zones d'échange de chaleur de plus en plus froides, on sépare du gaz de pyrolyse au moins un condensat après passage dans chaque zone d'échange de chaleur, l'un au moins des condensats étant enrichi en propylène et au moins un autre condensat étant enrichi en éthylène et en éthane et renfermant en solution une proportion mineure d'hydrogène, de méthane et d'acétylène, et on collecte le gaz résiduel, riche en hydrogène, b) on évapore au moins en partie, par abaissement de la pression, le condensat enrichi en éthylène et éthane et le condensat enrichi en propylène et on les réchauffe, indépendamment ou non, dans au moins une des zones d'échange de chaleur par échange thermique avec des fluides à refroidir, incluant au moins le gaz issu de la pyrolyse, pour fournir respectivement une fraction au moins partiellement évaporée issue de la détente et du réchauffement de la fraction enrichie en éthylène et en éthane, et une fraction au moins partiellement évaporée issue de la détente et du réchauffement de la fraction enrichie en propylène, de façon à fournir au moins une
Ainsi, l'invention concerne, selon un des ses aspects, un procédé de fractionnement d'un gaz sensiblement anhydre issu de la pyrolyse d'hydrocarbures contenant de l'hydrogène et des hydrocarbures, notamment des hydrocarbures de C1 à C3, incluant de l'éthylène, du propylène et de l'acétylène, en au moins un courant enrichi en hydrogène et/ou méthane, au moins un courant enrichi en éthylène et appauvri en acétylène et au moins un courant enrichi'en propylène, comprenant des étapes où:
a) on refroidit et on liquéfie progressivement le gaz issu de la pyrolyse d'hydrocarbures sous pression par passage dans une série de zones d'échange de chaleur de plus en plus froides, on sépare du gaz de pyrolyse au moins un condensat après passage dans chaque zone d'échange de chaleur, l'un au moins des condensats étant enrichi en propylène et au moins un autre condensat étant enrichi en éthylène et en éthane et renfermant en solution une proportion mineure d'hydrogène, de méthane et d'acétylène, et on collecte le gaz résiduel, riche en hydrogène, b) on évapore au moins en partie, par abaissement de la pression, le condensat enrichi en éthylène et éthane et le condensat enrichi en propylène et on les réchauffe, indépendamment ou non, dans au moins une des zones d'échange de chaleur par échange thermique avec des fluides à refroidir, incluant au moins le gaz issu de la pyrolyse, pour fournir respectivement une fraction au moins partiellement évaporée issue de la détente et du réchauffement de la fraction enrichie en éthylène et en éthane, et une fraction au moins partiellement évaporée issue de la détente et du réchauffement de la fraction enrichie en propylène, de façon à fournir au moins une
4 .partie du froid nécessaire au refroidissement et à la liquéfaction progressives d'au moins ledit gaz issu de la pyrolyse d'hydrocarbures lors de son passage dans lesdites zones successives d'échange de chaleur, c) on introduit les fractions au moins partiellement évaporées issues de l'étape (b) dans une partie d'une colonne de distillation appelée dééthaniseur, le condensat au moins partiellement évaporé
enrichi en éthylène et en éthane étant admis en un point de la partie de colonne de distillation appelée dééthaniseur plus élevé que le condensat au moins partiellement évaporé enrichi en propylène, la partie de colonne de distillation appelée dééthaniseur fonctionnant dans des conditions de température et pression permettant de séparer, dans une partie supérieure, un premier courant de tête gazeux enrichi en éthylène et en éthane renfermant, en proportion mineure, de l'acétylène, de l'hydrogène et du méthane, et dans une partie inférieure, un premier courant de fond liquide enrichi en propylène, qui est collecté, d) on envoie le premier courant de tête gazeux enrichi en éthylène et en éthane provenant de l'étape (c) dans une zone d'élimination d'acétylène par extraction au solvant et/ou par hydrogénation sélective de l'acétylène au moyen de l'hydrogène contenu dans le premier courant de tête gazeux, pour fournir un courant essentiellement exempt d'acétylène et e) on refroidit et on fractionne, dans une partie d'une colonne de distillation appelée déméthaniseur, le courant gazeux essentiellement exempt d'acétylène issu de l'étape (d) en une deuxième fraction gazeuse de tête, enrichie en hydrogène et/ou méthane, qui est collectée, et une deuxième fraction liquide de fond, enrichie en éthylène et en éthane et essentiellement exempte d'acétylène, qui est également collectée.
Le gaz de charge est en général essentiellement exempt d'eau afin de prévenir des dépôts de glace dans .,~.es circuits à basse température. Ainsi, une teneur en eau ïrrférieure à 10 ppm en volume, de préférence inférieure à 1 ppm, est souhaitable.
Selon un de ses aspects, le procédé selon
enrichi en éthylène et en éthane étant admis en un point de la partie de colonne de distillation appelée dééthaniseur plus élevé que le condensat au moins partiellement évaporé enrichi en propylène, la partie de colonne de distillation appelée dééthaniseur fonctionnant dans des conditions de température et pression permettant de séparer, dans une partie supérieure, un premier courant de tête gazeux enrichi en éthylène et en éthane renfermant, en proportion mineure, de l'acétylène, de l'hydrogène et du méthane, et dans une partie inférieure, un premier courant de fond liquide enrichi en propylène, qui est collecté, d) on envoie le premier courant de tête gazeux enrichi en éthylène et en éthane provenant de l'étape (c) dans une zone d'élimination d'acétylène par extraction au solvant et/ou par hydrogénation sélective de l'acétylène au moyen de l'hydrogène contenu dans le premier courant de tête gazeux, pour fournir un courant essentiellement exempt d'acétylène et e) on refroidit et on fractionne, dans une partie d'une colonne de distillation appelée déméthaniseur, le courant gazeux essentiellement exempt d'acétylène issu de l'étape (d) en une deuxième fraction gazeuse de tête, enrichie en hydrogène et/ou méthane, qui est collectée, et une deuxième fraction liquide de fond, enrichie en éthylène et en éthane et essentiellement exempte d'acétylène, qui est également collectée.
Le gaz de charge est en général essentiellement exempt d'eau afin de prévenir des dépôts de glace dans .,~.es circuits à basse température. Ainsi, une teneur en eau ïrrférieure à 10 ppm en volume, de préférence inférieure à 1 ppm, est souhaitable.
Selon un de ses aspects, le procédé selon
5 l'invention peut mettre en oeuvre le courant de gaz issu de la pyrolyse d'hydrocarbures à une pression de 15-50 bar, de préférence 28-38 bar, et la zone de distillation appelée dééthaniseur peut être à une pression de 10-30 bar, de préférence 14-24 bar, plus basse que la pression du gaz de pyrolyse.
Selon un de ses aspects, le procêdé selon l'invention peut mettre en oeuvre les condensats évaporés introduits dans la partie de la colonne de distillation appelée dééthaniseur, qui contiennent de l'hydrogène dissous en proportion telle que le premier courant de tête gazeux renferme de 2 à 10 %, de préférence de 4 à 5 %, en moles, d'hydrogène, et l'étape (d) peut être mise en oeuvre par hydrogénation sélective essentiellement en éthylène de l'acétylène contenu dans le premier courant de tête gazeux au moyen de l'hydrogène contenu dans ledit premier courant de tête gazeux de l'étape (c), la température de la zone d'hydrogénation étant comprise entre 0 et 160°C inclus.
Selon un de ses aspects, le procédé selon l'invention peut mettre en oeuvre l'hydrogène dissous dans les condensats évaporés introduits dans la partie de la colonne de distillation appelée dééthaniseur, de sorte qu'il est le seul hydrogène utilisé pour l'hydrogénation effectuée à l'étape (d).
Selon un de ses aspects, le procédé selon l'invention peut être mis en oeuvre en envoyant dans la partie haute du dééthaniseur de l'étape (c) deux ou trois condensats obtenus après passage successif du gaz de pyrolyse respectivement dans deux ou trois dernières zones d'échange de chaleur de l'étape (a), en considérant que la première zone d'échange de chaleur est celle qui
Selon un de ses aspects, le procêdé selon l'invention peut mettre en oeuvre les condensats évaporés introduits dans la partie de la colonne de distillation appelée dééthaniseur, qui contiennent de l'hydrogène dissous en proportion telle que le premier courant de tête gazeux renferme de 2 à 10 %, de préférence de 4 à 5 %, en moles, d'hydrogène, et l'étape (d) peut être mise en oeuvre par hydrogénation sélective essentiellement en éthylène de l'acétylène contenu dans le premier courant de tête gazeux au moyen de l'hydrogène contenu dans ledit premier courant de tête gazeux de l'étape (c), la température de la zone d'hydrogénation étant comprise entre 0 et 160°C inclus.
Selon un de ses aspects, le procédé selon l'invention peut mettre en oeuvre l'hydrogène dissous dans les condensats évaporés introduits dans la partie de la colonne de distillation appelée dééthaniseur, de sorte qu'il est le seul hydrogène utilisé pour l'hydrogénation effectuée à l'étape (d).
Selon un de ses aspects, le procédé selon l'invention peut être mis en oeuvre en envoyant dans la partie haute du dééthaniseur de l'étape (c) deux ou trois condensats obtenus après passage successif du gaz de pyrolyse respectivement dans deux ou trois dernières zones d'échange de chaleur de l'étape (a), en considérant que la première zone d'échange de chaleur est celle qui
6 'est la première à être en contact avec le gaz de pyrol~s~:w Le gaz de pyrolyse peut être, par exemple, un gaz de pyrolyse de naphta ou un gaz de pyrolyse d'éthane.
Selon un des aspects du procédé conforme à
l'invention, la deuxième fraction gazeuse de tête issue du déméthaniseur peut être épurée par distillation pour récupérer de l'éthylène et de l'éthane.
Selon un des aspects du procédé conforme à
l'invention, le gaz de pyrolyse peut être un gaz de pyrolyse d'éthane ou de mélange éthane/propane et la deuxième fraction gazeuse de tête issue du déméthaniseur peut être mélangés avec le gaz de pyrolyse sans récupération d'éthylène, pour un nouveau traitement en mélange avec le gaz de pyrolyse à l'étape (a).
Selon un des aspects du procédé conforme à
l'invention, la teneur en hydrogène du premier courant de tête gazeux issu du dééthaniseur peut être augmentëe par l'ajout d'hydrogène provenant de la tête d'un séparateur d'un fluide, ce fluide provenant de la réfrigération dans une zone d'échange de chaleur du fluide résiduel gazeux provenant de la réfrigération dans les zones d'échange de chaleur successives du gaz de pyrolyse.
Selon un des aspects du procédé conforme à
l'invention , on recycle une partie de la deuxième fraction liquide de fond provenant du déméthaniseur vers le dééthaniseur, de manière à réduire la concentration en acétylène du premier courant de tête gazeux issu du dééthaniseur.
Selon un des aspects du procédé conforme à
l'invention, l'étape (d) peut être mise en oeuvre par extraction de l'acétylène au moyen d'un solvant.
Selon un des aspects du procédé conforme à
l'invention, la concentration en monoxyde de carbone contenu dans le premier courant de tête gazeux peut avoir un effet modérateur sur la vitesse de la réaction catalysée dans la zone d'élimination d'acétylène.
Selon un des aspects du procédé conforme à
l'invention, la deuxième fraction gazeuse de tête issue du déméthaniseur peut être épurée par distillation pour récupérer de l'éthylène et de l'éthane.
Selon un des aspects du procédé conforme à
l'invention, le gaz de pyrolyse peut être un gaz de pyrolyse d'éthane ou de mélange éthane/propane et la deuxième fraction gazeuse de tête issue du déméthaniseur peut être mélangés avec le gaz de pyrolyse sans récupération d'éthylène, pour un nouveau traitement en mélange avec le gaz de pyrolyse à l'étape (a).
Selon un des aspects du procédé conforme à
l'invention, la teneur en hydrogène du premier courant de tête gazeux issu du dééthaniseur peut être augmentëe par l'ajout d'hydrogène provenant de la tête d'un séparateur d'un fluide, ce fluide provenant de la réfrigération dans une zone d'échange de chaleur du fluide résiduel gazeux provenant de la réfrigération dans les zones d'échange de chaleur successives du gaz de pyrolyse.
Selon un des aspects du procédé conforme à
l'invention , on recycle une partie de la deuxième fraction liquide de fond provenant du déméthaniseur vers le dééthaniseur, de manière à réduire la concentration en acétylène du premier courant de tête gazeux issu du dééthaniseur.
Selon un des aspects du procédé conforme à
l'invention, l'étape (d) peut être mise en oeuvre par extraction de l'acétylène au moyen d'un solvant.
Selon un des aspects du procédé conforme à
l'invention, la concentration en monoxyde de carbone contenu dans le premier courant de tête gazeux peut avoir un effet modérateur sur la vitesse de la réaction catalysée dans la zone d'élimination d'acétylène.
7 '. Selon un autre de ses aspects, la présente invention concérn~wune installation de fractionnement d'un gaz issu de la pyrolyse d'hydrocarbures renfermant de l'hydrogène et des hydrocarbures, notamment des hydrocarbures de Cl à
C3, incluant de l'éthylène, du propylène et de l'acétylène, en au moins un courant enrichi en hydrogène et/ou méthane, au moins un courant enrichi en éthylène et appauvri en acétylène et au moins un courant enrichi en propylène, comprenant:
a) des moyens pour refroidir et liquéfier progressivement le gaz issu de la pyrolyse d'hydrocarbures sous pression par passage dans une série de zones d'échange 'de chaleur de plus en plus froides, des moyens pour séparer du gaz de pyrolyse au moins un condensat après passage dans chaque zone d'échange de chaleur, l'un au moins des condensats étant enrichi en propylène et au moins un autre condensat étant enrichi en éthylène et en éthane et renfermant en solution une proportion mineure d'hydrogène, de méthane et d'acétylène, et des moyens pour collecter le gaz non-condensé résiduel, riche en hydrogène, b) des moyens pour évaporer au moins en partie, par abaissement de la pression, le condensat enrichi en éthylène et en éthane et le condensat enrichi en propylène et des moyens pour les réchauffer indépendamment dans au moins une des zones d'êchange de chaleur par échange thermique avec des fluides à
refroidir, pour fournir respectivement une fraction au moins partiellement évaporée issue de la détente et du réchauffement de la fraction enrichie en éthylène et en éthane, et une fraction au moins partiellement évaporée issue de la détente et du réchauffement de la fraction enrichie en propylène, de façon à fournir au moins une partie du froid nécessaire au refroidissement et à la liquéfaction progressives d'au moins le gaz issu de la pyrolyse d'hydrocarbures lors de son passage successif dans les zones d'échange de chaleur, ô
c) des moyens pour introduire les fractions au moins- partiellement évaporées issues de l'étape (b) dans une partie d'une colonne de distillation appelée dééthaniseur, le condensat au moins partiellement évaporé
enrichi en éthylène et en éthane étant admis en un point de la partie de colonne de distillation plus élevé que le condensat au moins partiellement évaporé enrichi en propylène, la partie de colonne de distillation fonctionnant dans des conditions de tempêrature et pression permettant de séparer, dans une partie supérieure, un premier courant de tête gazeux enrichi en éthylène et éthane renfermant, en proportion mineure, de l'acétylène, de l'hydrogène et du méthane, et dans une partie inférieure, un premier courant de fond liquide enrichi en propylène, qui est collecté, d) des moyens pour envoyer le premier courant de tête gazeux enrichi en éthylène et éthane provenant de l'étape (c) dans une zone d'élimination d'acétylène par extraction au solvant et/ou par hydrogénation sélective de l'acétylène au moyen de l'hydrogëne contenu dans le premier courant de tête gazeux, pour fournir un courant essentiellement exempt d'acétylène, et e) des moyens pour refroidir et fractionner, dans une partie d'une colonne de distillation appelée déméthaniseur, le courant gazeux essentiellement exempt d'acétylène issu de l'étape (d) en une deuxième fraction gazeuse de tête, enrichie en hydrogène et/ou méthane qui est collectée, et une deuxième fraction liquide de fond, enrichie en éthylène et éthane essentiellement exempte d'acétylène qui est également collectée.
L'invention est décrite en se référant aux schémas joints et en montrant deux modes de réalisation de l'invention à titre d'illustration d'une manière non limitative.
Dans les schémas .
La fig. 1 montre le schéma de principe du traitement d'un gaz-°issu de la pyrolyse de l'éthane/propane et/ou du gaz de pétrole liquéfié (GPL);
La Fig. 2 montre le même traitement appliqué au gaz issu de la pyrolyse du naphta et d'hydrocarbures plus lourds.
Pour la Fig. 1, le numéro 1 désigne la ligne d'alimentation du gaz de pyrolyse suffisamment sec (par exemple moins de 10 ppm d'eau) à une pression choisie selon la pression d'hydrogène requise (par exemple de 15 à 50 bar, de préférence entre 28 et 38 bar).
La composition typique d'un gaz obtenu par craquage d'éthane figure dans le tableau ci-dessous (en molaire):
Ha CH4 C2H2 CZH4 C2H6 Coupe Coupe C5+ CO/COZ TOTAL
36,9 5,4 0,3 34,2 21,0 0,6 0,6 1,0 0,6 100,001 Ce gaz est refroidi dans l' échangeur de chaleur 2 à
flux multiples et dans l'échangeur 3 respectivement par échange de chaleur avec les gaz froids produits par vaporisation des condensats mentionnés ci-après et par vaporisation de propylène circulant dans une boucle de refroidissement classique en circuit fermé.
Le gaz partiellement condensé alimente le séparateur 4 à une température comprise de préférence entre moins 30 et moins 40°C.
Le gaz 5 collecté en tête du séparateur 4 est refroidi davantage, dans l'échangeur de chaleur à .flux multiples 6, par les gaz froids produits par vaporisation des condensats mentionnés plus loin et en plus par le produit 43 qui est la coupe C2 provenant du fond du déméthaniseur C2.
Le gaz partiellement condensé dans l'échangeur 6 alimente ensuite le séparateur 7 à une température comprise de préférence entre moins 45 et moins 55°C. Le ,gaz 8 collecté en tête du séparateur 7, est refroidi encorë -~dans les échangeurs de chaleur 9 et 10, respectivement par les gaz froids, comme précédemment et par vaporisation d'éthylène circulant dans un cycle de 5 refroidissement en circuit fermé.
Le gaz partiellement condensé alimente le séparateur 11 à une température comprise de préférence entre moins 65 et moins 75°C.
Le liquide sortant du séparateur 11 est de 10 préférence divisé en deux parties, le produit 12 et le produit 13, préalablement détendus respectivement dans les vannes 12A et 13A.
Le produit 12- s'écoule à contre-courant du gaz d'alimentation à travers les échangeurs de chaleur 9, 6 et 2 et alimente la section haute de la colonne de distillation C1. Le produit 12 est partiellement vaporisé
avant d'alimenter la colonne C1 nommée dééthaniseur car son rôle est essentiellement de séparer l'éthane, l'éthylène et les hydrocarbures plus légers en tête, et le propylène et les fractions plus lourdes en fond de colonne.
Le produit liquide 14 provenant du séparateur 7 est détendu dans la vanne 14A et s'écoule à contre-courant du gaz d'alimentation dans l'échangeur de chaleur 6, se mélange au produit 15 détendu dans la vanne 15A issu du fond du séparateur 4, puis s'écoule à contre-courant du gaz de pyrolyse dans l'échangeur de chaleur 2. I1 est ensuite vaporisé en circulant dans l'échangeur à flux multiples 16. Le produit réchauffant ledit échangeur peut être du propylène provenant d'un cycle en circuit fermé
ou tout autre fluide chaud approprié. Le produit sortant 17 contient essentiellement les hydrocarbures en C3 et les hydrocarbures plus lourds contenus dans le gaz d'alimentation 1, à l'exception de ceux contenus dans les produits 12 et 13 et alimente la colonne C1 au niveau de sa section moyenne. Dans une variante les produits 14 et 15 sont envoyés séparément à la colonne C1.
.,~ La colonne de distillation C1 est dotée d'un reboûil~eur réchauffé par un fluide chaud dans un échangeur de chaleur REB1, qui est par exemple soit de l'eau chaude du procédé soit de la vapeur à basse pression en fonction de la température, comprise de préférence entre 60 et 80 °C, liée pour sa part à la composition du fond de colonne. La pression de service de la colonne C1 est comprise de préférence entre 14 et 24 bar.
Le produit 18 soutiré du fond de la colonne Cl peut être traité de manière classique pour récupérer le propylène dans une unité non représentée située en aval du procédé. -Le courant gazeux 19 provenant du séparateur 11 est refroidi davantage dans un échangeur de chaleur 20 par des gaz à basse température comme expliqué plus loin, et dans l'échangeur de chaleur 21 par vaporisation d'éthylène provenant d'un cycle de refroidissement en circuit fermé. Le gaz partiellement condensé 22B obtenu à
une température comprise entre -90 et -100 °C alimente le séparateur d'éthylène 22 dans une partie basse 22C.
Le produit liquide 23 collecté en pied du séparateur d'éthylène 22 est détendu dans la vanne 23A, réchauffê
par le gaz d'alimentation dans l'échangeur de chaleur 20,~
se mélange éventuellement avec le produit 13 qui sort du séparateur 11 et a été détendu dans la vanne 13A, et est à nouveau réchauffé et partiellement vaporisé dans les échangeurs de chaleur 9 et 6. Le produit résultant 25 est le reflux de la colonne C1.
Le procédé et les équipements décrits représentent les premières caractéristiques remarquables de l'invention dans laquelle:
La colonne C1 qui est un dééthaniseur n'a pas besoin de système de condensation en tête et d'équipements qui lui sont liés.
Le produit de tête de colonne C1 est une coupe C2 qui contient une certaine quantité de mëthane et d'hydrogène dissous dans les condensats provenant des séparateurs 4, 7, 11- e~° 22. Cette quantité est plus faible que dans les colonnes équivalentes des procédés connus antérieurement et détermine un avantage de coût supplémentaire.
La pression de la colonne C1 peut être choisie dans une plage permettant d'obtenir une basse température de fond et d'éviter les phénomènes connus d'encrassement sensibles à la température.
Retournant maintenant vers le séparateur 22, le gaz 24, issu de la tête de la partie basse 22C du séparateur 22 est encore refroidi dans l'échangeur de chaleur 26 à
une température généralement inférieure à moins 120 °C.
Le gaz 24, refroidi et partiellement condensé, est réintroduit comme produit 24C dans le séparateur 22 dans sa partie haute 22D, surmontant la partie basse 22C. La fraction condensée séparée dans la partie haute 22D du séparateur 22 est introduite dans une canalisation 24A
munie d'une garde hydraulique, puis est introduite en tête de la partie basse 22C.
La fraction gazeuse 27 issue en tête de la partie haute 22D du séparateur 22 est composée d'un mélange d'hydrogène, de méthane, d'oxyde de carbone et de traces d'éthylène. Le produit 27 est réchauffé dans les échangeurs de chaleur 26 et 20 avant d'être détendu dans la turbine 28..
Le produit 30, sortant de la turbine 28, est réchauffé par le gaz d'alimentation dans la série complète des échangeurs 26, 20, 9, 6, 2 et 16 avant d' être comprimé dans la machine 29, qui est attelée à la turbine 28. Le produit 30A est déchargé du procédé.
Le distillat de tête de la colonne C1, le produit 31, est réchauffé dans l'échangeur de chaleur 32 charge/effluent et dans le réchauffeur 33 avant d'entrer dans le réacteur catalytique R1. Le rôle de ce réacteur est d'hydrogéner sélectivement la petite quantité
d'acétylène, généralement moins de 1 % en moles, et de le transformer en éthylène et en éthane. Ce système de ,çatalyseur est basé sur un type connu, par exemple à base de palladium, et ne nécessite pas de description complémentaire. La température est par exemple de 0 à 160 °C.
La seconde caractéristique notable de l'invention, comparée à une technique équivalente connue, est le fait que l'hydrogénation soit réalisêe sur un mélange de gaz contenant déjà suffisamment d'hydrogène en plus des trois composants d'hydrocarbures de la coupe C2, l'éthylène, l'éthane et l'acétylène, pour achever la réaction dans des conditions modérées et sûres. Il n'est pas nécessaire d'ajouter de l'hydrogène pur.
La composition -typique du produit 31 figure dans le tableau ci-dessous .
H2 CO CH4 CZH4 C2H6 CZH2 C3+ TOTAL
mol. 4,70 0,04 4,86 57,10 32,40 0,80 0,10 100,00 Les avantages par rapport à la pratique de l'art antérieur sont les suivants .
Un débit en volume total moins élevé, d'où un volume de catalyseur réduit, en raison de la présence d'une faible proportion d'hydrogène seulement, par exemple de 4 à 5 % en moles d'hydrogène (plus généralement de 2 à 10 %), comparé à 30-40 % dans les systèmes traditionnels.
Une exploitation plus sûre en raison de la diminution du risque de réaction d'emballement dans le cas d'une hydrogénation de l'éthylène incontrôlée à
caractère exothermique.
Il n'est pas nécessaire d'utiliser un ajout complémentaire d'hydrogène purifié pour alimenter le réacteur.
Les poisons du catalyseur sont en partie éliminés par la condensation et le fractionnement de la coupe C2 dans le dééthaniseur. La faible quantité de monoxyde de carbone présente dans le mélange à hydrogéner a un effet modérateur bénéfique sur la conduite de l'hydrogénation, ,,puisque cela permet de limiter la fréquence et la rapidit~--d'éventuelles réactions d'emballement.
L'effluent du réacteur R1 ne contenant pratiquement plus d'acétylène est refroidi dans l'échangeur de chaleur 34, puis passe par l'échangeur de chaleur charge/effluent 32 et le sécheur de protection 35 contenant un déshydratant, par exemple un tamis moléculaire (zéolite) ou similaire, pour donner un gaz séché 36.
Le produit 36 contenant de l'hydrogène résiduel et du méthane, en plus de l'éthylène et de l'éthane, est refroidi dans le rebouilleur REB2 de la colonne C2 et le sous-refroidisseur 37 en utilisant du propylène provenant d'un cycle de réfrigération en circuit fermé. Le produit partiellement condensé 38 alimente le séparateur 39. Le gaz 40 collecté en tête du séparateur 39 est encore refroidi dans les échangeurs de chaleur 6 et 41, respectivement avec des gaz froids dans l'échangeur à
flux multiple 6 et avec de l'éthylène vaporisé provenant d'un cycle de réfrigération en circuit fermê dans le refroidisseur 41, et alimente le haut de la colonne C2.
Le liquide 42 provenant du fond du séparateur 39 alimente la zone moyenne de la colonne C2. La colonne C2 appelée déméthaniseur, fonctionnant à une pression de 10 à 16 bar, sépare les composants plus légers que l'éthylène en tête, et laisse les hydrocarbures en C2 purifiés dans le produit de fond 43.
Le distillat 44 issu de la tête de la colonne C2, est envoyé vers les échangeurs de chaleur 9, 6, 2 et 16 pour être réchauffé et il peut être finalement recyclé
vers le système de compression des gaz en dehors du champ d'application de cette invention.
Le produit de fond 43 riche en éthylène, est détendu dans la vanne 43A, réchauffé et partiellement vaporisé
dans l'échangeur 6 et peut alimenter une colonne de purification d'éthylène de type classique, non représentée.
.,_ D'après cette description, la technologie préférée pour -élttniner l'acétylène est l'hydrogénation réalisée sur le produit 31, car l'acétylène est transformê en éthylène et en éthane qui sont des produits mieux 5 valorisables. Mais, si l'on souhaite conserver l'acétylène, un système d'extraction par solvant peut être appliqué au produit 31, qui remplacerait le circuit entier du réacteur d'hydrogénation, avec les équipements R1, 32, 33, 34 et 35. Cela constitue un autre avantage 10 comparé aux procédés utilisant l'hydrogénation de l'acétylène sur tout le gaz de craquage, ce qui nécessite une modification pour y adapter un système d'extraction par solvant.
Pour la Fig. 2, le numéro 1 désigne la ligne 15 d'alimentation du gaz de craquage ayant une composition typique indiquée ci-dessous, en ~ mol., tel qu'il est produit par pyrolyse du naphta ou d'une charge similaire.
H2 CH4 C2H2C2H4 C2H6 Coupe Coupe C5+ CO TOTAL
15,36 28,830,6329,75 2,92 10,18 4,94 7,355 0,035 100,00 La description est très semblable à celle de la Fig.
1 et il est donc suffisant de définir les données qui sont notablement différentes par rapport aux précédentes.
Le gaz numéro 1, refroidi dans les échangeurs de chaleur 2 et 3, alimente le séparateur 4 à une température généralement comprise entre moins 15 °C et moins 30°C.
Le gaz 5 est refroidi davantage dans l'échangeur à
flux multiples 6 à une température comprise entre moins 20 et moins 35°C. Le gaz circule par un nombre limité de zones de contact à contre-courant du liquide condensé
dans l'échangeur de chaleur 54 qui fait partie intégrante de la colonne d'absorption 7, et il est refroidi par de l'éthylène vaporisé provenant d'un cycle de refroidissement en circuit fermé. Une variante non indiquée sur la Fig. 2, mais facile à retracer pour un hommé- dir- métier, consiste à pomper une partie du liquide issu du séparateur 11, décrit plus loin, vers le sommet de la colonne d'absorption 7, pour générer dans cette colonne un produit liquide à contre-courant, restant dans le champ d'application de cette invention.
Le gaz 8, collecté en tête de la colonne d'absorption 7, contenant seulement des petites quantités d'hydrocarbures en C3 et d'hydrocarbures plus lourds, est ensuite refroidi dans les échangeurs de chaleur 9 et 10 avant d'alimenter le séparateur 11. Le produit liquide est divisé en deux parties: le produit 12 est partiellement vaporisé dans les échangeurs de chaleur 9, 6 et 2 et alimente ensuite la colonne C1 à une hauteur intermédiaire. Le produit 13 est associé avec le produit froid provenant de l'échangeur 20 et est réchauffé dans les échangeurs de chaleur 9 et 6 avant d'alimenter le haut de la colonne C1.
Le produit liquide 14 provenant de la colonne d'absorption 7 est également réchauffé dans les échangeurs de chaleur 6, 2 et 16 et alimente la colonne C1 en position intermédiaire.
La colonne de distillation C1 est réchauffée par un fluide chaud circulant dans un rebouilleur REB1, fluide qui peut être de l' eau chaude du procédé ou de la vapeur à basse pression, ou une combinaison des deux en utilisant également un rebouilleur secondaire (non indiqué, mais familier pour un homme de métier).
Le résidu 18, collecté en pied de la colonne de distillation C1, est traité, pour en récupérer l'éthylène et d'autres produits de valeur, dans des unités en aval non représentées.
Le produit gazeux 19 provenant du séparateur 11 est refroidi dans l'échangeur de chaleur 20 par des gaz à
basse température et dans l'êchangeur 21 par de l'éthylène vaporisé provenant d'un cycle de refroidissement en circuit fermé. Le gaz partiellement condensé 22B alimente le séparateur 22 à une température de -90 ~°-100°C.
Le produit liquide 23 issu du séparateur 22, détendu dans la vanne 23A est réchauffé par le gaz d'alimentation dans l'échangeur de chaleur 20, se mélange avec le produit 13 provenant du séparateur 11 et préalablement détendu dans la vanne 13A.
En retournant maintenant au séparateur 22, le gaz de tête 24 est refroidi dans l'échangeur 26 à une température généralement comprise entre moins 110 et moins 120 °C pour fournir une fraction 24C qui alimente le séparateur 22A. La partie haute du séparateur 22A
reçoit le liquide rècyclé 50 après détente dans la vanne 50A et qui provient de la division en deux flux du liquide pompé du séparateur 48. Le séparateur 48 est lui-même alimenté par le distillat 46 du rectifieur de méthane 45, préalablement refroidi à une température généralement comprise entre moins 115 et moins 130°C dans l'échangeur de chaleur 47.
La fraction de tête gazeuse 52 issue du séparateur 48 est rëchauffée successivement dans les échangeurs 47, 26, 20, 9, 6, 2 et 16, puis est collectée. La fraction de pied liquide issue du séparateur 48 est pompée par une pompe 49. Une partie du fluide issu de la pompe 49 est envoyé dans une conduite 51 comportant une vanne, vers le haut du séparateur 45.
Le gaz de tête 27, issu du séparateur 22A, est un mélange d'hydrogène, de méthane, d'oxyde de carbone et de traces d'éthylène. Ce produit est réchauffé dans la série complète d'échangeurs de chaleur à flux multiple décrite ci-dessus et quitte le circuit sous forme d'hydrogène brut. Si nécessaire, le produit 27 peut être purifié pour obtenir de l'hydrogène à 95 % dans un système de type Joule-Thompson avant de quitter la limite de cette partie du procédé. En outre, une partie du produit 27 peut être mélangée à la fraction 31 avant passage dans le réchauffeur 33, de façon à augmenter, lorsque c'est .,zlécessaire, la concentration en hydrogène en vue de l'hydro-génation de l'acétylène dans le réacteur R1.
Le produit liquide 24A détendu dans la vanne 24B est réchauffé dans l'échangeur de chaleur 26, puis se mélange avec le produit 23 provenant du séparateur 22 après détente dans la vanne 23A. Le produit résultant 53 est réchauffé dans l'échangeur 20 par le gaz d'alimentation, puis se mélange avec le produit 13 avant d'être réchauffé
et partiellement vaporisé dans les échangeurs de chaleur 9 et 6. Le produit résultant 25 est le reflux pour la colonne C1.
Comme il est décrit ci-dessus, la colonne C1 constitue la première caractéristique remarquable de l'invention.
La description du traitement du produit 31 à partir du distillat de tête de la colonne C1 est en tous points similaire à celle donnée sur la Fig. 1, et n'est donc pas répétée ici. I1 faut tout de même noter que ce traitement constitue la deuxième caractéristique notable de l'invention.
La composition typique du produit 31 figure dans le tableau ci-dessous, en % mol. .
H2 CO CH4 C2H4 C2H6 C2H2 C3+ TOTAL
mol. 1,42' 0,015 29,12 62,14 5,99 1,31 0,005 100,00 Les avantages par rapport à la pratique passée sont similaires à ceux qui sont décrits plus haut.
Le produit 36, contenant de l'hydrogène résiduel, du monoxyde de carbone et du méthane en plus de l'éthylène et de l'éthane, est traité d'une manière similaire à la description de la Fig. 1 et il est détaillé sur la Fig.
2. En raison de la plus grande quantité de méthane présent dans le distillat de tête 44 de la colonne C2, ce produit est traité dans une colonne de rectification de méthane 45, dont le principe est connu de l'homme de métier. Ainsi, le produit 44 gazeux issu de la tête de colonne de déméthanisation C2 est introduit dans le rectifie~t~ 45 après refroidissement et condensation partielle dans un échangeur 63, par vaporisation d'éthylène provenant d'un cycle de refroidissement en circuit fermé.
La fraction liquide collectée en pied du rectifieur 45 est pompée par la pompe 55 pour fournir un liquide 56.
Ce dernier est séparé en un premier flux 58 qui est refroidi dans l'échangeur 26 pour fournir le flux 59, et en un second flux qui est détendu dans une vanne 57 pour ensuite être mélangé à la fraction 40 après refroidissement dans les échangeurs thermiques 6 et 41.
Le traitement ~u produit de fond de la colonne C1 est similaire à celui donné dans là description détaillée de la Fig. 1.
Le flux 59 est rêfrigérê dans l'échangeur thermique 47, puis est séparé en .
- un premier fluide 60A, passant dans une vanne 60 pour être ensuite réchauffé dans l'échangeur 47 pour fournir un fluide 62, - et/ou un second fluide, passant dans une vanne 61 qui est ensuite mélangé au fluide 60A après réchauffage de ce dernier dans l'échangeur 47, pour fournir le fluide 62.
Ce dernier fluide 62 est alors réchauffé dans la succession d'échangeurs thermiques 26, 20, 9, 6, 2 et 16 et il est, dans ce mode de réalisation préféré, finalement recyclé vers le système de compression des gaz en dehors du champ d'application de cette invention.
L'élimination de l'acétylène du produit 31 peut être réalisée par absorption et extraction par solvant au lieu d'hydrogénation sans quitter le champ d'application de la présente invention.
La présente invention est illustrée et décrite suivant des réalisations préférées, mais il doit être compris que des changements et des modifications peuvent Vitre effectués par l'homme du métier sans sortir du champ d'appli~cdtion de la présente invention.
C3, incluant de l'éthylène, du propylène et de l'acétylène, en au moins un courant enrichi en hydrogène et/ou méthane, au moins un courant enrichi en éthylène et appauvri en acétylène et au moins un courant enrichi en propylène, comprenant:
a) des moyens pour refroidir et liquéfier progressivement le gaz issu de la pyrolyse d'hydrocarbures sous pression par passage dans une série de zones d'échange 'de chaleur de plus en plus froides, des moyens pour séparer du gaz de pyrolyse au moins un condensat après passage dans chaque zone d'échange de chaleur, l'un au moins des condensats étant enrichi en propylène et au moins un autre condensat étant enrichi en éthylène et en éthane et renfermant en solution une proportion mineure d'hydrogène, de méthane et d'acétylène, et des moyens pour collecter le gaz non-condensé résiduel, riche en hydrogène, b) des moyens pour évaporer au moins en partie, par abaissement de la pression, le condensat enrichi en éthylène et en éthane et le condensat enrichi en propylène et des moyens pour les réchauffer indépendamment dans au moins une des zones d'êchange de chaleur par échange thermique avec des fluides à
refroidir, pour fournir respectivement une fraction au moins partiellement évaporée issue de la détente et du réchauffement de la fraction enrichie en éthylène et en éthane, et une fraction au moins partiellement évaporée issue de la détente et du réchauffement de la fraction enrichie en propylène, de façon à fournir au moins une partie du froid nécessaire au refroidissement et à la liquéfaction progressives d'au moins le gaz issu de la pyrolyse d'hydrocarbures lors de son passage successif dans les zones d'échange de chaleur, ô
c) des moyens pour introduire les fractions au moins- partiellement évaporées issues de l'étape (b) dans une partie d'une colonne de distillation appelée dééthaniseur, le condensat au moins partiellement évaporé
enrichi en éthylène et en éthane étant admis en un point de la partie de colonne de distillation plus élevé que le condensat au moins partiellement évaporé enrichi en propylène, la partie de colonne de distillation fonctionnant dans des conditions de tempêrature et pression permettant de séparer, dans une partie supérieure, un premier courant de tête gazeux enrichi en éthylène et éthane renfermant, en proportion mineure, de l'acétylène, de l'hydrogène et du méthane, et dans une partie inférieure, un premier courant de fond liquide enrichi en propylène, qui est collecté, d) des moyens pour envoyer le premier courant de tête gazeux enrichi en éthylène et éthane provenant de l'étape (c) dans une zone d'élimination d'acétylène par extraction au solvant et/ou par hydrogénation sélective de l'acétylène au moyen de l'hydrogëne contenu dans le premier courant de tête gazeux, pour fournir un courant essentiellement exempt d'acétylène, et e) des moyens pour refroidir et fractionner, dans une partie d'une colonne de distillation appelée déméthaniseur, le courant gazeux essentiellement exempt d'acétylène issu de l'étape (d) en une deuxième fraction gazeuse de tête, enrichie en hydrogène et/ou méthane qui est collectée, et une deuxième fraction liquide de fond, enrichie en éthylène et éthane essentiellement exempte d'acétylène qui est également collectée.
L'invention est décrite en se référant aux schémas joints et en montrant deux modes de réalisation de l'invention à titre d'illustration d'une manière non limitative.
Dans les schémas .
La fig. 1 montre le schéma de principe du traitement d'un gaz-°issu de la pyrolyse de l'éthane/propane et/ou du gaz de pétrole liquéfié (GPL);
La Fig. 2 montre le même traitement appliqué au gaz issu de la pyrolyse du naphta et d'hydrocarbures plus lourds.
Pour la Fig. 1, le numéro 1 désigne la ligne d'alimentation du gaz de pyrolyse suffisamment sec (par exemple moins de 10 ppm d'eau) à une pression choisie selon la pression d'hydrogène requise (par exemple de 15 à 50 bar, de préférence entre 28 et 38 bar).
La composition typique d'un gaz obtenu par craquage d'éthane figure dans le tableau ci-dessous (en molaire):
Ha CH4 C2H2 CZH4 C2H6 Coupe Coupe C5+ CO/COZ TOTAL
36,9 5,4 0,3 34,2 21,0 0,6 0,6 1,0 0,6 100,001 Ce gaz est refroidi dans l' échangeur de chaleur 2 à
flux multiples et dans l'échangeur 3 respectivement par échange de chaleur avec les gaz froids produits par vaporisation des condensats mentionnés ci-après et par vaporisation de propylène circulant dans une boucle de refroidissement classique en circuit fermé.
Le gaz partiellement condensé alimente le séparateur 4 à une température comprise de préférence entre moins 30 et moins 40°C.
Le gaz 5 collecté en tête du séparateur 4 est refroidi davantage, dans l'échangeur de chaleur à .flux multiples 6, par les gaz froids produits par vaporisation des condensats mentionnés plus loin et en plus par le produit 43 qui est la coupe C2 provenant du fond du déméthaniseur C2.
Le gaz partiellement condensé dans l'échangeur 6 alimente ensuite le séparateur 7 à une température comprise de préférence entre moins 45 et moins 55°C. Le ,gaz 8 collecté en tête du séparateur 7, est refroidi encorë -~dans les échangeurs de chaleur 9 et 10, respectivement par les gaz froids, comme précédemment et par vaporisation d'éthylène circulant dans un cycle de 5 refroidissement en circuit fermé.
Le gaz partiellement condensé alimente le séparateur 11 à une température comprise de préférence entre moins 65 et moins 75°C.
Le liquide sortant du séparateur 11 est de 10 préférence divisé en deux parties, le produit 12 et le produit 13, préalablement détendus respectivement dans les vannes 12A et 13A.
Le produit 12- s'écoule à contre-courant du gaz d'alimentation à travers les échangeurs de chaleur 9, 6 et 2 et alimente la section haute de la colonne de distillation C1. Le produit 12 est partiellement vaporisé
avant d'alimenter la colonne C1 nommée dééthaniseur car son rôle est essentiellement de séparer l'éthane, l'éthylène et les hydrocarbures plus légers en tête, et le propylène et les fractions plus lourdes en fond de colonne.
Le produit liquide 14 provenant du séparateur 7 est détendu dans la vanne 14A et s'écoule à contre-courant du gaz d'alimentation dans l'échangeur de chaleur 6, se mélange au produit 15 détendu dans la vanne 15A issu du fond du séparateur 4, puis s'écoule à contre-courant du gaz de pyrolyse dans l'échangeur de chaleur 2. I1 est ensuite vaporisé en circulant dans l'échangeur à flux multiples 16. Le produit réchauffant ledit échangeur peut être du propylène provenant d'un cycle en circuit fermé
ou tout autre fluide chaud approprié. Le produit sortant 17 contient essentiellement les hydrocarbures en C3 et les hydrocarbures plus lourds contenus dans le gaz d'alimentation 1, à l'exception de ceux contenus dans les produits 12 et 13 et alimente la colonne C1 au niveau de sa section moyenne. Dans une variante les produits 14 et 15 sont envoyés séparément à la colonne C1.
.,~ La colonne de distillation C1 est dotée d'un reboûil~eur réchauffé par un fluide chaud dans un échangeur de chaleur REB1, qui est par exemple soit de l'eau chaude du procédé soit de la vapeur à basse pression en fonction de la température, comprise de préférence entre 60 et 80 °C, liée pour sa part à la composition du fond de colonne. La pression de service de la colonne C1 est comprise de préférence entre 14 et 24 bar.
Le produit 18 soutiré du fond de la colonne Cl peut être traité de manière classique pour récupérer le propylène dans une unité non représentée située en aval du procédé. -Le courant gazeux 19 provenant du séparateur 11 est refroidi davantage dans un échangeur de chaleur 20 par des gaz à basse température comme expliqué plus loin, et dans l'échangeur de chaleur 21 par vaporisation d'éthylène provenant d'un cycle de refroidissement en circuit fermé. Le gaz partiellement condensé 22B obtenu à
une température comprise entre -90 et -100 °C alimente le séparateur d'éthylène 22 dans une partie basse 22C.
Le produit liquide 23 collecté en pied du séparateur d'éthylène 22 est détendu dans la vanne 23A, réchauffê
par le gaz d'alimentation dans l'échangeur de chaleur 20,~
se mélange éventuellement avec le produit 13 qui sort du séparateur 11 et a été détendu dans la vanne 13A, et est à nouveau réchauffé et partiellement vaporisé dans les échangeurs de chaleur 9 et 6. Le produit résultant 25 est le reflux de la colonne C1.
Le procédé et les équipements décrits représentent les premières caractéristiques remarquables de l'invention dans laquelle:
La colonne C1 qui est un dééthaniseur n'a pas besoin de système de condensation en tête et d'équipements qui lui sont liés.
Le produit de tête de colonne C1 est une coupe C2 qui contient une certaine quantité de mëthane et d'hydrogène dissous dans les condensats provenant des séparateurs 4, 7, 11- e~° 22. Cette quantité est plus faible que dans les colonnes équivalentes des procédés connus antérieurement et détermine un avantage de coût supplémentaire.
La pression de la colonne C1 peut être choisie dans une plage permettant d'obtenir une basse température de fond et d'éviter les phénomènes connus d'encrassement sensibles à la température.
Retournant maintenant vers le séparateur 22, le gaz 24, issu de la tête de la partie basse 22C du séparateur 22 est encore refroidi dans l'échangeur de chaleur 26 à
une température généralement inférieure à moins 120 °C.
Le gaz 24, refroidi et partiellement condensé, est réintroduit comme produit 24C dans le séparateur 22 dans sa partie haute 22D, surmontant la partie basse 22C. La fraction condensée séparée dans la partie haute 22D du séparateur 22 est introduite dans une canalisation 24A
munie d'une garde hydraulique, puis est introduite en tête de la partie basse 22C.
La fraction gazeuse 27 issue en tête de la partie haute 22D du séparateur 22 est composée d'un mélange d'hydrogène, de méthane, d'oxyde de carbone et de traces d'éthylène. Le produit 27 est réchauffé dans les échangeurs de chaleur 26 et 20 avant d'être détendu dans la turbine 28..
Le produit 30, sortant de la turbine 28, est réchauffé par le gaz d'alimentation dans la série complète des échangeurs 26, 20, 9, 6, 2 et 16 avant d' être comprimé dans la machine 29, qui est attelée à la turbine 28. Le produit 30A est déchargé du procédé.
Le distillat de tête de la colonne C1, le produit 31, est réchauffé dans l'échangeur de chaleur 32 charge/effluent et dans le réchauffeur 33 avant d'entrer dans le réacteur catalytique R1. Le rôle de ce réacteur est d'hydrogéner sélectivement la petite quantité
d'acétylène, généralement moins de 1 % en moles, et de le transformer en éthylène et en éthane. Ce système de ,çatalyseur est basé sur un type connu, par exemple à base de palladium, et ne nécessite pas de description complémentaire. La température est par exemple de 0 à 160 °C.
La seconde caractéristique notable de l'invention, comparée à une technique équivalente connue, est le fait que l'hydrogénation soit réalisêe sur un mélange de gaz contenant déjà suffisamment d'hydrogène en plus des trois composants d'hydrocarbures de la coupe C2, l'éthylène, l'éthane et l'acétylène, pour achever la réaction dans des conditions modérées et sûres. Il n'est pas nécessaire d'ajouter de l'hydrogène pur.
La composition -typique du produit 31 figure dans le tableau ci-dessous .
H2 CO CH4 CZH4 C2H6 CZH2 C3+ TOTAL
mol. 4,70 0,04 4,86 57,10 32,40 0,80 0,10 100,00 Les avantages par rapport à la pratique de l'art antérieur sont les suivants .
Un débit en volume total moins élevé, d'où un volume de catalyseur réduit, en raison de la présence d'une faible proportion d'hydrogène seulement, par exemple de 4 à 5 % en moles d'hydrogène (plus généralement de 2 à 10 %), comparé à 30-40 % dans les systèmes traditionnels.
Une exploitation plus sûre en raison de la diminution du risque de réaction d'emballement dans le cas d'une hydrogénation de l'éthylène incontrôlée à
caractère exothermique.
Il n'est pas nécessaire d'utiliser un ajout complémentaire d'hydrogène purifié pour alimenter le réacteur.
Les poisons du catalyseur sont en partie éliminés par la condensation et le fractionnement de la coupe C2 dans le dééthaniseur. La faible quantité de monoxyde de carbone présente dans le mélange à hydrogéner a un effet modérateur bénéfique sur la conduite de l'hydrogénation, ,,puisque cela permet de limiter la fréquence et la rapidit~--d'éventuelles réactions d'emballement.
L'effluent du réacteur R1 ne contenant pratiquement plus d'acétylène est refroidi dans l'échangeur de chaleur 34, puis passe par l'échangeur de chaleur charge/effluent 32 et le sécheur de protection 35 contenant un déshydratant, par exemple un tamis moléculaire (zéolite) ou similaire, pour donner un gaz séché 36.
Le produit 36 contenant de l'hydrogène résiduel et du méthane, en plus de l'éthylène et de l'éthane, est refroidi dans le rebouilleur REB2 de la colonne C2 et le sous-refroidisseur 37 en utilisant du propylène provenant d'un cycle de réfrigération en circuit fermé. Le produit partiellement condensé 38 alimente le séparateur 39. Le gaz 40 collecté en tête du séparateur 39 est encore refroidi dans les échangeurs de chaleur 6 et 41, respectivement avec des gaz froids dans l'échangeur à
flux multiple 6 et avec de l'éthylène vaporisé provenant d'un cycle de réfrigération en circuit fermê dans le refroidisseur 41, et alimente le haut de la colonne C2.
Le liquide 42 provenant du fond du séparateur 39 alimente la zone moyenne de la colonne C2. La colonne C2 appelée déméthaniseur, fonctionnant à une pression de 10 à 16 bar, sépare les composants plus légers que l'éthylène en tête, et laisse les hydrocarbures en C2 purifiés dans le produit de fond 43.
Le distillat 44 issu de la tête de la colonne C2, est envoyé vers les échangeurs de chaleur 9, 6, 2 et 16 pour être réchauffé et il peut être finalement recyclé
vers le système de compression des gaz en dehors du champ d'application de cette invention.
Le produit de fond 43 riche en éthylène, est détendu dans la vanne 43A, réchauffé et partiellement vaporisé
dans l'échangeur 6 et peut alimenter une colonne de purification d'éthylène de type classique, non représentée.
.,_ D'après cette description, la technologie préférée pour -élttniner l'acétylène est l'hydrogénation réalisée sur le produit 31, car l'acétylène est transformê en éthylène et en éthane qui sont des produits mieux 5 valorisables. Mais, si l'on souhaite conserver l'acétylène, un système d'extraction par solvant peut être appliqué au produit 31, qui remplacerait le circuit entier du réacteur d'hydrogénation, avec les équipements R1, 32, 33, 34 et 35. Cela constitue un autre avantage 10 comparé aux procédés utilisant l'hydrogénation de l'acétylène sur tout le gaz de craquage, ce qui nécessite une modification pour y adapter un système d'extraction par solvant.
Pour la Fig. 2, le numéro 1 désigne la ligne 15 d'alimentation du gaz de craquage ayant une composition typique indiquée ci-dessous, en ~ mol., tel qu'il est produit par pyrolyse du naphta ou d'une charge similaire.
H2 CH4 C2H2C2H4 C2H6 Coupe Coupe C5+ CO TOTAL
15,36 28,830,6329,75 2,92 10,18 4,94 7,355 0,035 100,00 La description est très semblable à celle de la Fig.
1 et il est donc suffisant de définir les données qui sont notablement différentes par rapport aux précédentes.
Le gaz numéro 1, refroidi dans les échangeurs de chaleur 2 et 3, alimente le séparateur 4 à une température généralement comprise entre moins 15 °C et moins 30°C.
Le gaz 5 est refroidi davantage dans l'échangeur à
flux multiples 6 à une température comprise entre moins 20 et moins 35°C. Le gaz circule par un nombre limité de zones de contact à contre-courant du liquide condensé
dans l'échangeur de chaleur 54 qui fait partie intégrante de la colonne d'absorption 7, et il est refroidi par de l'éthylène vaporisé provenant d'un cycle de refroidissement en circuit fermé. Une variante non indiquée sur la Fig. 2, mais facile à retracer pour un hommé- dir- métier, consiste à pomper une partie du liquide issu du séparateur 11, décrit plus loin, vers le sommet de la colonne d'absorption 7, pour générer dans cette colonne un produit liquide à contre-courant, restant dans le champ d'application de cette invention.
Le gaz 8, collecté en tête de la colonne d'absorption 7, contenant seulement des petites quantités d'hydrocarbures en C3 et d'hydrocarbures plus lourds, est ensuite refroidi dans les échangeurs de chaleur 9 et 10 avant d'alimenter le séparateur 11. Le produit liquide est divisé en deux parties: le produit 12 est partiellement vaporisé dans les échangeurs de chaleur 9, 6 et 2 et alimente ensuite la colonne C1 à une hauteur intermédiaire. Le produit 13 est associé avec le produit froid provenant de l'échangeur 20 et est réchauffé dans les échangeurs de chaleur 9 et 6 avant d'alimenter le haut de la colonne C1.
Le produit liquide 14 provenant de la colonne d'absorption 7 est également réchauffé dans les échangeurs de chaleur 6, 2 et 16 et alimente la colonne C1 en position intermédiaire.
La colonne de distillation C1 est réchauffée par un fluide chaud circulant dans un rebouilleur REB1, fluide qui peut être de l' eau chaude du procédé ou de la vapeur à basse pression, ou une combinaison des deux en utilisant également un rebouilleur secondaire (non indiqué, mais familier pour un homme de métier).
Le résidu 18, collecté en pied de la colonne de distillation C1, est traité, pour en récupérer l'éthylène et d'autres produits de valeur, dans des unités en aval non représentées.
Le produit gazeux 19 provenant du séparateur 11 est refroidi dans l'échangeur de chaleur 20 par des gaz à
basse température et dans l'êchangeur 21 par de l'éthylène vaporisé provenant d'un cycle de refroidissement en circuit fermé. Le gaz partiellement condensé 22B alimente le séparateur 22 à une température de -90 ~°-100°C.
Le produit liquide 23 issu du séparateur 22, détendu dans la vanne 23A est réchauffé par le gaz d'alimentation dans l'échangeur de chaleur 20, se mélange avec le produit 13 provenant du séparateur 11 et préalablement détendu dans la vanne 13A.
En retournant maintenant au séparateur 22, le gaz de tête 24 est refroidi dans l'échangeur 26 à une température généralement comprise entre moins 110 et moins 120 °C pour fournir une fraction 24C qui alimente le séparateur 22A. La partie haute du séparateur 22A
reçoit le liquide rècyclé 50 après détente dans la vanne 50A et qui provient de la division en deux flux du liquide pompé du séparateur 48. Le séparateur 48 est lui-même alimenté par le distillat 46 du rectifieur de méthane 45, préalablement refroidi à une température généralement comprise entre moins 115 et moins 130°C dans l'échangeur de chaleur 47.
La fraction de tête gazeuse 52 issue du séparateur 48 est rëchauffée successivement dans les échangeurs 47, 26, 20, 9, 6, 2 et 16, puis est collectée. La fraction de pied liquide issue du séparateur 48 est pompée par une pompe 49. Une partie du fluide issu de la pompe 49 est envoyé dans une conduite 51 comportant une vanne, vers le haut du séparateur 45.
Le gaz de tête 27, issu du séparateur 22A, est un mélange d'hydrogène, de méthane, d'oxyde de carbone et de traces d'éthylène. Ce produit est réchauffé dans la série complète d'échangeurs de chaleur à flux multiple décrite ci-dessus et quitte le circuit sous forme d'hydrogène brut. Si nécessaire, le produit 27 peut être purifié pour obtenir de l'hydrogène à 95 % dans un système de type Joule-Thompson avant de quitter la limite de cette partie du procédé. En outre, une partie du produit 27 peut être mélangée à la fraction 31 avant passage dans le réchauffeur 33, de façon à augmenter, lorsque c'est .,zlécessaire, la concentration en hydrogène en vue de l'hydro-génation de l'acétylène dans le réacteur R1.
Le produit liquide 24A détendu dans la vanne 24B est réchauffé dans l'échangeur de chaleur 26, puis se mélange avec le produit 23 provenant du séparateur 22 après détente dans la vanne 23A. Le produit résultant 53 est réchauffé dans l'échangeur 20 par le gaz d'alimentation, puis se mélange avec le produit 13 avant d'être réchauffé
et partiellement vaporisé dans les échangeurs de chaleur 9 et 6. Le produit résultant 25 est le reflux pour la colonne C1.
Comme il est décrit ci-dessus, la colonne C1 constitue la première caractéristique remarquable de l'invention.
La description du traitement du produit 31 à partir du distillat de tête de la colonne C1 est en tous points similaire à celle donnée sur la Fig. 1, et n'est donc pas répétée ici. I1 faut tout de même noter que ce traitement constitue la deuxième caractéristique notable de l'invention.
La composition typique du produit 31 figure dans le tableau ci-dessous, en % mol. .
H2 CO CH4 C2H4 C2H6 C2H2 C3+ TOTAL
mol. 1,42' 0,015 29,12 62,14 5,99 1,31 0,005 100,00 Les avantages par rapport à la pratique passée sont similaires à ceux qui sont décrits plus haut.
Le produit 36, contenant de l'hydrogène résiduel, du monoxyde de carbone et du méthane en plus de l'éthylène et de l'éthane, est traité d'une manière similaire à la description de la Fig. 1 et il est détaillé sur la Fig.
2. En raison de la plus grande quantité de méthane présent dans le distillat de tête 44 de la colonne C2, ce produit est traité dans une colonne de rectification de méthane 45, dont le principe est connu de l'homme de métier. Ainsi, le produit 44 gazeux issu de la tête de colonne de déméthanisation C2 est introduit dans le rectifie~t~ 45 après refroidissement et condensation partielle dans un échangeur 63, par vaporisation d'éthylène provenant d'un cycle de refroidissement en circuit fermé.
La fraction liquide collectée en pied du rectifieur 45 est pompée par la pompe 55 pour fournir un liquide 56.
Ce dernier est séparé en un premier flux 58 qui est refroidi dans l'échangeur 26 pour fournir le flux 59, et en un second flux qui est détendu dans une vanne 57 pour ensuite être mélangé à la fraction 40 après refroidissement dans les échangeurs thermiques 6 et 41.
Le traitement ~u produit de fond de la colonne C1 est similaire à celui donné dans là description détaillée de la Fig. 1.
Le flux 59 est rêfrigérê dans l'échangeur thermique 47, puis est séparé en .
- un premier fluide 60A, passant dans une vanne 60 pour être ensuite réchauffé dans l'échangeur 47 pour fournir un fluide 62, - et/ou un second fluide, passant dans une vanne 61 qui est ensuite mélangé au fluide 60A après réchauffage de ce dernier dans l'échangeur 47, pour fournir le fluide 62.
Ce dernier fluide 62 est alors réchauffé dans la succession d'échangeurs thermiques 26, 20, 9, 6, 2 et 16 et il est, dans ce mode de réalisation préféré, finalement recyclé vers le système de compression des gaz en dehors du champ d'application de cette invention.
L'élimination de l'acétylène du produit 31 peut être réalisée par absorption et extraction par solvant au lieu d'hydrogénation sans quitter le champ d'application de la présente invention.
La présente invention est illustrée et décrite suivant des réalisations préférées, mais il doit être compris que des changements et des modifications peuvent Vitre effectués par l'homme du métier sans sortir du champ d'appli~cdtion de la présente invention.
Claims (14)
1. Procédé de fractionnement d'un gaz sensiblement anhydre issu de la pyrolyse d'hydrocarbures (1), renfermant de l'hydrogène et des hydrocarbures, notamment des hydrocarbures de C1 à C3, incluant de l'éthylène, du propylène et de l'acétylène, en au moins un courant enrichi en hydrogène et/ou méthane, au moins un courant enrichi en éthylène et appauvri en acétylène et au moins un courant enrichi en propylène, caractérisé en ce que:
a) on refroidit et on liquéfie progressivement ledit gaz issu de la pyrolyse d'hydrocarbures (1) sous pression par passage dans une série de zones d'échange de chaleur (2, 6, 9, 20) de plus en plus froides, on sépare dudit gaz de pyrolyse (1) au moins un condensat après passage dans chaque zone d'échange de chaleur, l'un au moins des condensats (15) étant enrichi en propylène et au moins un autre condensat (23) étant enrichi en éthylène et en éthane et renfermant en solution une proportion mineure d'hydrogène, de méthane et d'acétylène, et on collecte le gaz résiduel (27), riche en hydrogène, b) on évapore au moins en partie, par abaissement de la pression, le condensat enrichi en éthylène et éthane (23) et le condensat enrichi en propylène (15) et on les réchauffe indépendamment ou non dans au moins une desdites zones d'échange de chaleur (2, 6, 9, 20) par échange thermique avec des fluides à refroidir, incluant au moins le gaz issu de la pyrolyse (1), pour fournir respectivement une fraction (25) au moins partiellement évaporée issue de la détente et du réchauffement de la fraction enrichie en éthylène et en éthane (23), et une fraction (17) au moins partiellement évaporée issue de la détente et du réchauffement de la fraction enrichie en propylène (15), de façon à fournir au moins une partie du froid nécessaire au refroidissement et à la liquéfaction progressives d'au moins ledit gaz issu de la pyrolyse d'hydrocarbures (1) lors de son passage dans lesdites zones successives d'échange de chaleur (2, 6, 9, 20), c) on introduit les fractions au moins partiellement évaporées (17, 25) issues de l'étape (b) dans une partie d'une colonne de distillation (Cl) appelée dééthaniseur, le condensat au moins partiellement évaporé enrichi en éthylène et en éthane (25) étant admis en un point de la dite partie de colonne de distillation (C1) plus élevé que le condensat au moins partiellement évaporé enrichi en propylène (17), ladite partie de colonne de distillation (C1) fonctionnant dans des conditions de température et pression permettant de séparer, dans une partie supérieure, un premier courant de tête gazeux (31) enrichi en éthylène et en éthane renfermant, en proportion mineure, de l'acétylène, de l'hydrogène et du méthane, et dans une partie inférieure, un premier courant de fond liquide (18) enrichi en propylène, qui est collecté, d) on envoie le premier courant de tête gazeux (31) enrichi en éthylène et en éthane provenant de l'étape (c) dans une zone d'élimination d'acétylène (R1) par extraction au solvant et/ou par hydrogénation sélective de l'acétylène au moyen de l'hydrogène contenu dans ledit premier courant de tête gazeux (31), pour fournir un courant (36) essentiellement exempt d'acétylène et e) on refroidit et on fractionne, dans une partie d'une colonne de distillation appelée déméthaniseur (C2), le courant gazeux essentiellement exempt d'acétylène (36) issu de l'étape (d) en une deuxième fraction gazeuse de tête (44), enrichie en hydrogène et/ou méthane, qui est collectée, et une deuxième fraction liquide de fond (43), enrichie en éthylène et en éthane et essentiellement exempte d'acétylène, qui est également collectée.
a) on refroidit et on liquéfie progressivement ledit gaz issu de la pyrolyse d'hydrocarbures (1) sous pression par passage dans une série de zones d'échange de chaleur (2, 6, 9, 20) de plus en plus froides, on sépare dudit gaz de pyrolyse (1) au moins un condensat après passage dans chaque zone d'échange de chaleur, l'un au moins des condensats (15) étant enrichi en propylène et au moins un autre condensat (23) étant enrichi en éthylène et en éthane et renfermant en solution une proportion mineure d'hydrogène, de méthane et d'acétylène, et on collecte le gaz résiduel (27), riche en hydrogène, b) on évapore au moins en partie, par abaissement de la pression, le condensat enrichi en éthylène et éthane (23) et le condensat enrichi en propylène (15) et on les réchauffe indépendamment ou non dans au moins une desdites zones d'échange de chaleur (2, 6, 9, 20) par échange thermique avec des fluides à refroidir, incluant au moins le gaz issu de la pyrolyse (1), pour fournir respectivement une fraction (25) au moins partiellement évaporée issue de la détente et du réchauffement de la fraction enrichie en éthylène et en éthane (23), et une fraction (17) au moins partiellement évaporée issue de la détente et du réchauffement de la fraction enrichie en propylène (15), de façon à fournir au moins une partie du froid nécessaire au refroidissement et à la liquéfaction progressives d'au moins ledit gaz issu de la pyrolyse d'hydrocarbures (1) lors de son passage dans lesdites zones successives d'échange de chaleur (2, 6, 9, 20), c) on introduit les fractions au moins partiellement évaporées (17, 25) issues de l'étape (b) dans une partie d'une colonne de distillation (Cl) appelée dééthaniseur, le condensat au moins partiellement évaporé enrichi en éthylène et en éthane (25) étant admis en un point de la dite partie de colonne de distillation (C1) plus élevé que le condensat au moins partiellement évaporé enrichi en propylène (17), ladite partie de colonne de distillation (C1) fonctionnant dans des conditions de température et pression permettant de séparer, dans une partie supérieure, un premier courant de tête gazeux (31) enrichi en éthylène et en éthane renfermant, en proportion mineure, de l'acétylène, de l'hydrogène et du méthane, et dans une partie inférieure, un premier courant de fond liquide (18) enrichi en propylène, qui est collecté, d) on envoie le premier courant de tête gazeux (31) enrichi en éthylène et en éthane provenant de l'étape (c) dans une zone d'élimination d'acétylène (R1) par extraction au solvant et/ou par hydrogénation sélective de l'acétylène au moyen de l'hydrogène contenu dans ledit premier courant de tête gazeux (31), pour fournir un courant (36) essentiellement exempt d'acétylène et e) on refroidit et on fractionne, dans une partie d'une colonne de distillation appelée déméthaniseur (C2), le courant gazeux essentiellement exempt d'acétylène (36) issu de l'étape (d) en une deuxième fraction gazeuse de tête (44), enrichie en hydrogène et/ou méthane, qui est collectée, et une deuxième fraction liquide de fond (43), enrichie en éthylène et en éthane et essentiellement exempte d'acétylène, qui est également collectée.
2. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que le courant de gaz issu de la pyrolyse d'hydrocarbures (1) est à une pression de 15-50 bar, de préférence 28-38 bar, et en ce que la zone de distillation (C1) est à une pression de 10-30 bar, de préférence 14-24 bar, plus basse que la pression du gaz de pyrolyse.
3. Procédé selon la revendication 1 ou la revendication 2, caractérisé en ce que les condensats évaporés introduits dans la partie de la colonne de distillation (C1) appelée dééthaniseur, contiennent de l'hydrogène dissous en proportion telle que ledit premier courant de tête gazeux (31) renferme de 2 à 10 %, de préférence de 4 à 5 %, en moles, d'hydrogène, et en ce que l'étape (d) est mise en oeuvre par hydrogénation sélective essentiellement en éthylène de l'acétylène contenu dans le premier courant de tête gazeux (31) au moyen de l'hydrogène contenu dans ledit premier courant de tête gazeux de l'étape (c), la température de la zone d'hydrogénation étant comprise entre de 0 et 160°C
inclus.
inclus.
4. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 3, caractérisé en ce que l'hydrogène dissous dans les condensats évaporés introduits dans la partie de la colonne de distillation (C1) appelée dééthaniseur, est le seul hydrogène utilisé pour l'hydrogénation effectuée à l'étape (d).
5. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 4, caractérisé en ce qu'on envoie dans la partie haute du dééthaniseur (C1) de l'étape (c) deux ou trois condensats obtenus après passage successif du gaz de pyrolyse respectivement dans deux ou trois zones d'échange de chaleur de l'étape (a), en considérant que la première zone d'échange de chaleur est celle qui est la première à être en contact avec le gaz de pyrolyse (1) .
6. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 5, caractérisé en ce que la deuxième fraction gazeuse de tête (44) issue du déméthaniseur est épurée par distillation pour récupérer de l'éthylène et de l'éthane.
7. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 5, caractérisé en ce que le gaz de pyrolyse (1) est un gaz de pyrolyse d'éthane ou de mélange éthane/propane et en ce que la deuxième fraction gazeuse de tête (44) issue du déméthaniseur est mélangée avec le gaz de pyrolyse (1) sans récupération d'éthylène, pour un nouveau traitement en mélange avec le gaz de pyrolyse (1) à l'étape (a).
8. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 7, caractérisé en ce que la teneur en hydrogène du premier courant de tête gazeux (31) issu du dééthaniseur est augmentée par l'ajout d'hydrogène (27) provenant de la tête d'un séparateur (22 ou 22A) d'un fluide partiellement condensé (24C), ledit fluide (24C) provenant de la réfrigération dans une zone d'échange de chaleur (26) du fluide résiduel gazeux (24) provenant de la réfrigération dans les zones d'échange de chaleur successives (2, 6, 9, 20) du gaz de pyrolyse (1).
9. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 8, caractérisé en ce que l'on recycle une partie de la deuxième fraction liquide de fond (43) provenant du déméthaniseur vers le dééthaniseur, dé
manière à réduire la concentration en acétylène du premier courant de tête gazeux (31) issu du dééthaniseur.
manière à réduire la concentration en acétylène du premier courant de tête gazeux (31) issu du dééthaniseur.
10. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 9, caractérisé en ce que l'étape (d) est mise en oeuvre par extraction de l'acétylène au moyen d'un solvant.
11. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce que la concentration en monoxyde de carbone contenu dans le premier courant de tête gazeux (31) a un effet modérateur sur la vitesse de la réaction catalysée dans la zone d'élimination d'acétylène (R1).
12. Gaz enrichis en hydrogène et/ou méthane et/ou hydrocarbures supérieurs obtenus par le procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes.
13. Produit enrichi en éthylène obtenu par le procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes.
14. Installation de fractionnement d'un gaz issu de la pyrolyse d'hydrocarbures (1) renfermant de l'hydrogène et des hydrocarbures, notamment des hydrocarbures de C1 à
C3, incluant de l'éthylène, du propylène et de l'acétylène, en au moins un courant enrichi en hydrogène et/ou méthane, au moins un courant enrichi en éthylène et appauvri en acétylène et au moins un courant enrichi en propylène, caractérisée en ce qu'elle contient:
a) des moyens pour refroidir et liquéfier progressivement ledit gaz issu de la pyrolyse d'hydrocarbures (1) sous pression par passage dans une série de zones d'échange de chaleur (2, 6, 9, 20) de plus en plus froides, des moyens pour séparer dudit gaz de pyrolyse (1) au moins un condensat après passage dans chaque zone d'échange de chaleur, l'un au moins des condensats (15) étant enrichi en propylène et au moins un autre condensat (23) étant enrichi en éthylène et en éthane et renfermant en solution une proportion mineure d'hydrogène, de méthane et d'acétylène, et des moyens pour collecter le gaz résiduel (27), riche en hydrogène, b) des moyens pour évaporer au moins en partie, par abaissement de la pression, le condensat enrichi en éthylène et en éthane (23) et le condensat enrichi en propylène (15) et des moyens pour les réchauffer indépendamment dans au moins une desdites zones d'échange de chaleur (2, 6, 9, 20) par échange thermique avec des fluides à refroidir, pour fournir respectivement une fraction (25) au moins partiellement évaporée issue de la détente et du réchauffement de la fraction enrichie en éthylène et en éthane (23), et une fraction (17) au moins partiellement évaporée issue de la détente et du réchauffement de la fraction enrichie en propylène (15), de façon à fournir au moins une partie du froid nécessaire au refroidissement et à la liquéfaction progressives d'au moins ledit gaz issu de la pyrolyse d'hydrocarbures (1) lors de son passage successif dans lesdites zones d'échange de chaleur (2, 6, 9, 20), c) des moyens pour introduire les fractions au moins partiellement évaporées (17, 25) issues de l'étape (b) dans une partie d'une colonne de distillation (C1) appelée dééthaniseur, le condensat au moins partiellement évaporé enrichi en éthylène et en éthane (25) étant admis en un point de la dite partie de colonne de distillation (C1) plus élevé que le condensat au moins partiellement évaporé enrichi en propylène (17), ladite partie de colonne de distillation (C1) fonctionnant dans des conditions de température et pression permettant de séparer, dans une partie supérieure, un premier courant de tête gazeux (31) enrichi en éthylène et éthane renfermant, en proportion mineure, de l'acétylène, de l'hydrogène et du méthane, et dans une partie inférieure, un premier courant de fond liquide (18) enrichi en propylène qui est collecté, d) des moyens pour envoyer le premier courant de tête gazeux (31) enrichi en éthylène et éthane provenant de l'étape (c) dans une zone d'élimination d'acétylène (R1) par extraction au solvant et/ou par hydrogénation sélective de l'acétylène au moyen de l'hydrogène contenu dans ledit premier courant de tête gazeux (31), pour fournir un courant (36) essentiellement exempt d'acétylène et e) des moyens pour refroidir et fractionner, dans une partie d'une colonne de distillation appelée déméthaniseur (C2), le courant gazeux essentiellement exempt d'acétylène (36) issu de l'étape (d) en une deuxième fraction gazeuse de tête (44), enrichie en hydrogène et/ou méthane qui est collectée, et une deuxième fraction liquide de fond (43), enrichie en éthylène et éthane et essentiellement exempte d'acétylène qui ést-également collectée.
C3, incluant de l'éthylène, du propylène et de l'acétylène, en au moins un courant enrichi en hydrogène et/ou méthane, au moins un courant enrichi en éthylène et appauvri en acétylène et au moins un courant enrichi en propylène, caractérisée en ce qu'elle contient:
a) des moyens pour refroidir et liquéfier progressivement ledit gaz issu de la pyrolyse d'hydrocarbures (1) sous pression par passage dans une série de zones d'échange de chaleur (2, 6, 9, 20) de plus en plus froides, des moyens pour séparer dudit gaz de pyrolyse (1) au moins un condensat après passage dans chaque zone d'échange de chaleur, l'un au moins des condensats (15) étant enrichi en propylène et au moins un autre condensat (23) étant enrichi en éthylène et en éthane et renfermant en solution une proportion mineure d'hydrogène, de méthane et d'acétylène, et des moyens pour collecter le gaz résiduel (27), riche en hydrogène, b) des moyens pour évaporer au moins en partie, par abaissement de la pression, le condensat enrichi en éthylène et en éthane (23) et le condensat enrichi en propylène (15) et des moyens pour les réchauffer indépendamment dans au moins une desdites zones d'échange de chaleur (2, 6, 9, 20) par échange thermique avec des fluides à refroidir, pour fournir respectivement une fraction (25) au moins partiellement évaporée issue de la détente et du réchauffement de la fraction enrichie en éthylène et en éthane (23), et une fraction (17) au moins partiellement évaporée issue de la détente et du réchauffement de la fraction enrichie en propylène (15), de façon à fournir au moins une partie du froid nécessaire au refroidissement et à la liquéfaction progressives d'au moins ledit gaz issu de la pyrolyse d'hydrocarbures (1) lors de son passage successif dans lesdites zones d'échange de chaleur (2, 6, 9, 20), c) des moyens pour introduire les fractions au moins partiellement évaporées (17, 25) issues de l'étape (b) dans une partie d'une colonne de distillation (C1) appelée dééthaniseur, le condensat au moins partiellement évaporé enrichi en éthylène et en éthane (25) étant admis en un point de la dite partie de colonne de distillation (C1) plus élevé que le condensat au moins partiellement évaporé enrichi en propylène (17), ladite partie de colonne de distillation (C1) fonctionnant dans des conditions de température et pression permettant de séparer, dans une partie supérieure, un premier courant de tête gazeux (31) enrichi en éthylène et éthane renfermant, en proportion mineure, de l'acétylène, de l'hydrogène et du méthane, et dans une partie inférieure, un premier courant de fond liquide (18) enrichi en propylène qui est collecté, d) des moyens pour envoyer le premier courant de tête gazeux (31) enrichi en éthylène et éthane provenant de l'étape (c) dans une zone d'élimination d'acétylène (R1) par extraction au solvant et/ou par hydrogénation sélective de l'acétylène au moyen de l'hydrogène contenu dans ledit premier courant de tête gazeux (31), pour fournir un courant (36) essentiellement exempt d'acétylène et e) des moyens pour refroidir et fractionner, dans une partie d'une colonne de distillation appelée déméthaniseur (C2), le courant gazeux essentiellement exempt d'acétylène (36) issu de l'étape (d) en une deuxième fraction gazeuse de tête (44), enrichie en hydrogène et/ou méthane qui est collectée, et une deuxième fraction liquide de fond (43), enrichie en éthylène et éthane et essentiellement exempte d'acétylène qui ést-également collectée.
Applications Claiming Priority (2)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| FR0015922A FR2817767B1 (fr) | 2000-12-07 | 2000-12-07 | Procede et installation pour la recuperation et la purification de l'ethylene produit par pyrolyse d'hydrocarbures, et gaz obtenus par procede |
| FR0015922 | 2000-12-07 |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| CA2364354A1 CA2364354A1 (fr) | 2002-06-07 |
| CA2364354C true CA2364354C (fr) | 2011-02-01 |
Family
ID=8857372
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| CA2364354A Expired - Lifetime CA2364354C (fr) | 2000-12-07 | 2001-11-30 | Procede et installation pour la recuperation et la purification de l'ethylene produit par pyrolyse d'hydrocarbures, et gaz obtenus par ce procede |
Country Status (12)
| Country | Link |
|---|---|
| US (2) | US6578378B2 (fr) |
| EP (1) | EP1215459B1 (fr) |
| AT (1) | ATE289048T1 (fr) |
| CA (1) | CA2364354C (fr) |
| DE (1) | DE60108835T2 (fr) |
| DK (1) | DK1215459T3 (fr) |
| EA (1) | EA003348B1 (fr) |
| ES (1) | ES2234792T3 (fr) |
| FR (1) | FR2817767B1 (fr) |
| MX (1) | MXPA01012525A (fr) |
| PT (1) | PT1215459E (fr) |
| TR (1) | TR200403358T3 (fr) |
Families Citing this family (31)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US7919431B2 (en) | 2003-09-03 | 2011-04-05 | Synfuels International, Inc. | Catalyst formulation for hydrogenation |
| US7045670B2 (en) * | 2003-09-03 | 2006-05-16 | Synfuels International, Inc. | Process for liquid phase hydrogenation |
| GB0328459D0 (en) * | 2003-12-09 | 2004-01-14 | Koninkl Philips Electronics Nv | Printing |
| US8013197B2 (en) * | 2005-02-18 | 2011-09-06 | Synfuels International, Inc. | Absorption and conversion of acetylenic compounds |
| CN100551885C (zh) * | 2005-09-29 | 2009-10-21 | 中国石油化工集团公司 | 从制备烯烃的产品气中回收低碳烯烃的方法 |
| DE102006005822A1 (de) * | 2006-02-08 | 2007-08-23 | Linde Ag | Verfahren zur Kälteversorgung der Tieftemperaturtrennungsstufe einer Olefinanlage |
| FR2909385A1 (fr) * | 2006-12-05 | 2008-06-06 | Air Liquide | Melange combustible a base d'acetylene et d'ethylene ou de crylene |
| FR2951815B1 (fr) * | 2009-10-27 | 2012-09-07 | Technip France | Procede de fractionnement d'un courant de gaz craque pour obtenir une coupe riche en ethylene et un courant de combustible, et installation associee. |
| FR2969745B1 (fr) | 2010-12-27 | 2013-01-25 | Technip France | Procede de production d'un courant riche en methane et d'un courant riche en hydrocarbures en c2+ et installation associee. |
| WO2012099673A2 (fr) | 2011-01-19 | 2012-07-26 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Procédé de conversion d'hydrocarbures |
| US9676681B2 (en) | 2011-01-19 | 2017-06-13 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Method and apparatus for managing hydrogen content through the conversion of hydrocarbons into olefins |
| US9708231B2 (en) | 2011-01-19 | 2017-07-18 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Method and apparatus for converting hydrocarbons into olefins using hydroprocessing and thermal pyrolysis |
| US9505680B2 (en) | 2011-01-19 | 2016-11-29 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Method and apparatus for managing the conversion of hydrocarbons into olefins |
| US9677014B2 (en) | 2011-01-19 | 2017-06-13 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Process and apparatus for converting hydrocarbons |
| US9815751B2 (en) | 2011-01-19 | 2017-11-14 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Hydrocarbon and oxygenate conversion by high severity pyrolysis to make acetylene and ethylene |
| WO2012099674A2 (fr) * | 2011-01-19 | 2012-07-26 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Procédé de conversion d'hydrocarbure |
| US9868680B2 (en) | 2011-01-19 | 2018-01-16 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Method and apparatus for converting hydrocarbons into olefins |
| US9708232B2 (en) | 2011-01-19 | 2017-07-18 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Method and apparatus for converting hydrocarbons into olefins |
| WO2012099672A2 (fr) | 2011-01-19 | 2012-07-26 | Exxonmobil Chemical Patents Nc. | Procédé de conversion d'hydrocarbure |
| WO2012099679A1 (fr) | 2011-01-19 | 2012-07-26 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Procédé et appareil de conversion d'hydrocarbures en oléfines |
| US10766836B2 (en) * | 2013-03-14 | 2020-09-08 | Kellogg Brown & Root Llc | Methods and systems for separating olefins |
| FR3007408B1 (fr) * | 2013-06-25 | 2015-07-31 | Technip France | Procede de recuperation d'un courant d'ethylene a partir d'un courant de charge riche en monoxyde de carbone, et installation associee |
| FR3012150B1 (fr) | 2013-10-23 | 2016-09-02 | Technip France | Procede de fractionnement d'un courant de gaz craque, mettant en oeuvre un courant de recycle intermediaire, et installation associee |
| CN105367366B (zh) * | 2014-08-27 | 2017-10-27 | 中国石油化工股份有限公司 | 利用混合碳四生产乙烯、丙烯的方法 |
| KR102448446B1 (ko) | 2014-09-30 | 2022-09-30 | 다우 글로벌 테크놀로지스 엘엘씨 | 프로필렌 플랜트로부터 에틸렌 및 프로필렌 수율을 증가시키기 위한 방법 |
| EP3040405A1 (fr) | 2014-12-30 | 2016-07-06 | Technip France | Procédé pour améliorer la récupération de propylène, à partir d'unité de craquage catalytique fluide |
| CN105903414A (zh) * | 2016-06-14 | 2016-08-31 | 北京神雾环境能源科技集团股份有限公司 | 一种制备乙烯的浆态床反应器 |
| CN105879792B (zh) * | 2016-06-14 | 2018-06-08 | 神雾科技集团股份有限公司 | 一种利用浆态床反应器制备乙烯的反应系统及方法 |
| EP3550241A1 (fr) * | 2018-04-06 | 2019-10-09 | Linde Aktiengesellschaft | Procédé et une installation de séparation d'un mélange d'hydrocarbures |
| CN116348573A (zh) | 2020-09-28 | 2023-06-27 | 切弗朗菲利浦化学公司 | 来自热解塑料废物的循环化学品或聚合物以及质量平衡核算允许将所得产物计为循环的用途 |
| CN114165986B (zh) * | 2021-11-25 | 2022-08-16 | 北京恒泰洁能科技有限公司 | 一种干燥脱炔裂解气深冷分离方法 |
Family Cites Families (11)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US4167402A (en) * | 1977-09-16 | 1979-09-11 | Union Carbide Corporation | Ethylene separation process |
| JPS6169734A (ja) * | 1984-09-13 | 1986-04-10 | Mitsui Eng & Shipbuild Co Ltd | 炭化水素熱分解物の低温分離方法 |
| JPS6169889A (ja) * | 1984-09-14 | 1986-04-10 | Idemitsu Petrochem Co Ltd | エチレンの製造方法 |
| US4895584A (en) * | 1989-01-12 | 1990-01-23 | Pro-Quip Corporation | Process for C2 recovery |
| IT1241471B (it) * | 1990-07-06 | 1994-01-17 | Tpl | Processo ed apparecchiatura per il massimo recupero dell'etilene e del propilene dal gas prodotto dalla pirolisi di idrocarburi. |
| US5414170A (en) * | 1993-05-12 | 1995-05-09 | Stone & Webster Engineering Corporation | Mixed phase front end C2 acetylene hydrogenation |
| RU2056019C1 (ru) * | 1993-12-23 | 1996-03-10 | Давид Павлович Синельников | Способ деметанизации газовых смесей |
| US5452581A (en) * | 1994-04-01 | 1995-09-26 | Dinh; Cong X. | Olefin recovery method |
| US5453559A (en) * | 1994-04-01 | 1995-09-26 | The M. W. Kellogg Company | Hybrid condensation-absorption olefin recovery |
| US5689032A (en) * | 1994-11-22 | 1997-11-18 | Krause/Pasadyn, A Partnership | Method and apparatus for recovery of H2 and C2 and heavier components |
| US5678424A (en) * | 1995-10-24 | 1997-10-21 | Brown & Root, Inc. | Rectified reflux deethanizer |
-
2000
- 2000-12-07 FR FR0015922A patent/FR2817767B1/fr not_active Expired - Fee Related
-
2001
- 2001-11-29 EP EP01403067A patent/EP1215459B1/fr not_active Expired - Lifetime
- 2001-11-29 AT AT01403067T patent/ATE289048T1/de active
- 2001-11-29 TR TR2004/03358T patent/TR200403358T3/xx unknown
- 2001-11-29 ES ES01403067T patent/ES2234792T3/es not_active Expired - Lifetime
- 2001-11-29 DK DK01403067T patent/DK1215459T3/da active
- 2001-11-29 DE DE60108835T patent/DE60108835T2/de not_active Expired - Lifetime
- 2001-11-29 PT PT01403067T patent/PT1215459E/pt unknown
- 2001-11-30 CA CA2364354A patent/CA2364354C/fr not_active Expired - Lifetime
- 2001-12-04 US US10/000,790 patent/US6578378B2/en not_active Ceased
- 2001-12-05 MX MXPA01012525A patent/MXPA01012525A/es active IP Right Grant
- 2001-12-07 EA EA200101185A patent/EA003348B1/ru not_active IP Right Cessation
-
2004
- 2004-03-31 US US10/813,689 patent/USRE40124E1/en not_active Expired - Lifetime
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| TR200403358T3 (tr) | 2005-02-21 |
| EA200101185A1 (ru) | 2002-06-27 |
| EA003348B1 (ru) | 2003-04-24 |
| US6578378B2 (en) | 2003-06-17 |
| PT1215459E (pt) | 2005-04-29 |
| MXPA01012525A (es) | 2005-09-08 |
| DE60108835T2 (de) | 2006-01-12 |
| USRE40124E1 (en) | 2008-03-04 |
| EP1215459A3 (fr) | 2003-01-22 |
| US20020198430A1 (en) | 2002-12-26 |
| DK1215459T3 (da) | 2005-08-15 |
| CA2364354A1 (fr) | 2002-06-07 |
| ES2234792T3 (es) | 2005-07-01 |
| DE60108835D1 (de) | 2005-03-17 |
| FR2817767A1 (fr) | 2002-06-14 |
| EP1215459A2 (fr) | 2002-06-19 |
| FR2817767B1 (fr) | 2003-02-28 |
| ATE289048T1 (de) | 2005-02-15 |
| EP1215459B1 (fr) | 2005-02-09 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| CA2364354C (fr) | Procede et installation pour la recuperation et la purification de l'ethylene produit par pyrolyse d'hydrocarbures, et gaz obtenus par ce procede | |
| JP2607142B2 (ja) | 窒素分、水素分及びオレフィン分の高いガスの物理的溶剤による処理 | |
| EP0291401B1 (fr) | Procédé cryogénique de désulfuration sélective et de dégazolinage simultanés d'un mélange gazeux consistant principalement en méthane et renfermant également H2S ainsi que des hydrocarbures en C2 et plus | |
| EP0395490B1 (fr) | Procédé de récupération d'hydrocarbures liquides dans une charge gazeuse et installation pour l'exécution de ce procédé | |
| JP2011521995A (ja) | 化学的使用のための低濃度エチレンの製造方法 | |
| EP0626989A1 (fr) | Procede d'absorption applique a la recuperation d'ethylene et d'hydrogene. | |
| FR2873710A1 (fr) | Procede pour le traitement d'une charge hydrocarbonee | |
| EP1910501A1 (fr) | Procede permettant de recuperer l'ethylene degage par un effluent d'un reacteur de craquage autothermique | |
| FR2797641A1 (fr) | Procede et dispositif de separation d'ethane et d'ethylene par absorption par solvant et hydrogenation de la phase solvant et regeneration du solvant | |
| EP3013924B1 (fr) | Procédé de récupération d'un courant d'éthylène à partir d'un courant de charge riche en monoxyde de carbone | |
| FR2797640A1 (fr) | Procede et dispositif de separation d'ethane et d'ethylene a partir d'un effluent de vapocraquage par absorption par solvant et hydrogenation de la phase solvant | |
| WO2019224330A1 (fr) | Procédé de production d'un flux de propylène et installation associée | |
| CN102021027A (zh) | 一种精制段生成油不同馏分分路裂化的两段法烃氢化方法 | |
| EP0373983B1 (fr) | Procédé de décarbonatation et de dégazolinage simultanés d'un mélange gazeux constitué principalement d'hydrocarbures consistant en méthane et hydrocarbures en C2 et plus et renfermant également du CO2 | |
| BE1012200A5 (fr) | Procede d'elimination du butadiene dans des unites d'ethylene avec des systemes d'hydrogenation de tete. | |
| WO2013076433A1 (fr) | Procédé de traitement d'effluent gazeux en tête de distillation atmosphérique | |
| WO2007018509A1 (fr) | Processus de fractionnement cryogénique | |
| FR2874218A1 (fr) | Procede pour la recuperation d'un gaz riche en hydrogene et d'un liquide stabilise | |
| US7132044B2 (en) | Device that comprises recycling to a separator a liquid effluent that is obtained from an absorber and is mixed with a feedstock | |
| CN115716781A (zh) | 一种丙烷脱氢耦合羰基合成制备丁醛的工艺 | |
| BE737389A (en) | Selective hydrogenation of diolefins olefins and styrene - contained in dripolene or pyrolysis petroleum to obtain BENZENE TOLUENE XYLENE | |
| CN109689599A (zh) | 乙烯的回收和纯化 | |
| BE579166A (fr) | ||
| BE582906A (fr) |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| EEER | Examination request | ||
| MKEX | Expiry |
Effective date: 20211130 |
|
| MKEX | Expiry |
Effective date: 20211130 |